CN1280214C - 一种氯化铵废水零排放处理工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种氯化铵废水零排放处理工艺，具体方法是：(1)氯化铵溶液进入预处理装置，使处理后的水质SDI＜3、浊度＜0.1NTU。(2)进入多级多段反渗透膜组。反渗透膜组处理后的浓缩水氯化铵浓度可达到5-8%。(3)反渗透装置出来的浓缩出水，进入蒸馏蒸发装置进一步浓缩至氯化铵浓度36-45%。(4)进一步浓缩处理后的氯化铵浓缩液，至结晶装置冷却结晶生产氯化铵，结晶母液经脱钙、镁装置处理后返回蒸发装置，与反渗透膜组浓缩出水一起进入蒸发装置循环浓缩。本发明不仅可以达到氯化铵废水的零排放要求，而且可以得到两种产品，氯化铵晶体和工艺用淡水，处理氯化铵含量从500mg/L-200000mg/L的废水。

Description

一种氯化铵废水零排放处理工艺

                              技术领域

本发明属于三废技术领域，特别涉及一种氯化铵废水零排放处理工艺。

                              背景技术

化肥、纯碱、催化剂等生产过程中产生含铵废水直接排放将大大加剧受体水源的富营养程度，严重污染环境，同时直接排放也是资源的一种严重浪费，因此对含铵废水进行处理与利用实现废水的零排放对环保和资源利用具有重要意义。

对氯化铵废水的处理，目前主要工艺方法有物理法和化学法。物理法中有离子交换法、氨吹脱、汽提法、多效蒸发法以及电渗析等方法。化学法有生化处理法、加碱(或生石灰)处理等工艺处理方法。

离子交换法：沸石是一种对铵离子有很强选择性的硅铝酸盐，一般作为离子交换树脂用于去除氨氮的为斜发沸石，其对离子的选择顺序依次为：Ca⁺＞Rb⁺＞NH₄ ⁺＞K⁺＞Na⁺＞Li⁺＞Ba⁺＞Sr⁺＞Ca²⁺＞Mg²⁺。此法具有投资省、工艺简单、操作较为方便的优点，但对于高浓度的氨氮废水，会使树脂再生频繁而造成操作困难，且再生液仍为高浓度氨氮废水，需再处理。常用的离子交换系统有三种类型：(1)固定床；(2)混合床；(3)移动床。

氨吹脱、汽提法：吹脱、汽提法用于脱除水中溶解气体和某些挥发性物质。即将气体通入水中，使气水相互充分接触，使水中溶解气体和挥发性溶质穿过气液界面，向气相转移，从而达到脱除污染物的目的。常用空气或水蒸气作载气，前者称为吹脱，后者称为汽提。氨吹脱、汽提是一个传质过程，即在高pH时，使废水与空气密切接触从而降低废水中氨浓度的过程，推动力来自空气中氨的分压与废水中氨浓度相当的平衡分压之间的差。吹脱法一般采用吹脱池(也称暖气池)和吹脱塔两类设备，但吹脱池占地面积大，而且易污染周围环境，所以有毒气体的吹脱都采用塔式设备。汽提则都在塔式设备中进行。自然吹脱法依靠水面与空气自然接触而脱除溶解性气体，它运用于溶解气体极易解吸、水温较高、风速较大、有开阔地段和不产生二次污染的场合。此类池子兼有贮水作用。塔式设备中填料吹脱塔主要特征是在塔内装置一定高度的填料层，使具有大表面积的填充塔来达到气—水间充分接触，利于气—水间的传质过程。常用填料有木格板、纸质蜂窝、拉西环、聚丙烯鲍尔环、聚丙烯多面空心球等。废水被提升到填充塔的塔顶，并分布到填料的整个表面，水通过填料往下流，与气流逆向流动，废水在离开塔前，氨组分被部分汽提，但需保持进水的pH值不变。空气中氨的分压随氨的去除程度增加而增加，随气水比增加而减少，对要求达到的任何氨去除程度，进口浓度、pH和塔温度曲线固有一个最小的气水比。由于氨吹脱、汽提的同时起到了冷却塔的作用，气水比增加将同时降低出口冷水的温度，如果pH低于10.5时，它会降低吹脱效果。氨吹脱、汽提工艺具有流程简单、处理效果稳定、基建费和运行费较低等优点，但其缺点是生成水垢，在大规模的氨吹脱、汽提塔中，生成水垢是一个严重的操作问题。如果生成软质水垢，可以安装水的喷淋系统；而如果生成硬质水垢，不论用喷淋或刮刀均不能消除此问题。另外，该方法处理后的废水只能做到达标排放而无法回用，且无法回收废液中的氨。当废液的pH值低时需加大量的碱来增加pH值。该方法的另一个致命的缺点是未彻底解决氨的污染问题只是把氨污染从水中转移到空气中。

蒸发结晶法：蒸发法是利用加热蒸汽的潜热使废水中的水受热气化从而使废水得到浓缩的一种处理方法，该法适用于高浓度含铵废水的处理，和结晶过程相结合，则可使氯化铵的一回收利用。但对低浓度废水而言运行费用非常高。

生物脱氮法：生物脱氮通常包括生物硝化和生物反硝化。生物硝化是在好氧条件下，通过亚硝酸盐菌和硝酸盐菌的作用，将氨氮氧化成亚硝酸盐和硝酸盐的过程。如果反应完全，氨氧化成硝酸盐分两阶段完成：开始，在亚硝酸菌的作用下使氨氧化成亚硝酸盐，亚硝酸菌属于强好氧性自养细菌，利用氨作为其唯一能源。第二阶段，在硝酸菌的作用下，使亚硝酸盐转化为硝酸盐，硝酸菌是以亚硝酸作为唯一能源的特种自养细菌。要达到完全硝化，1.0mg/L(以氮计)就需要4.6mg/L的溶解氧。虽然有些异养生物也能进行硝化，但硝化中最主要的生物是亚硝酸菌属和硝酸菌属。硝化最佳pH值为8.4，当pH在7.8～8.9范围时，为最佳速度的90％。当温度从5口提高到30□时，硝化速度也随之不断增加，而剩余溶解氧大于1.0mg/L就足以维持这一反应。对于硝化反应，温度对其影响比其它生物处理过程要大些，一般温度应维持在20～40□为宜。用生物法处理含氨氮废水时，有机碳的相对浓度是考虑的主要因素，维持最佳碳氟比也是生物处理法成功的关键之一。若废水性质不宜直接进行生物处理，则采用物化法或物化—生物联合法达到排放要求较为经济。生物脱氮可去除多种含氮化合物，其处理效果稳定，不产生二次污染，而且比较经济，但有占地面积大、低温时效率低、易受有毒物质影响且运行管理比较麻烦等缺点。

折点氯化法：折点氯化法是投加过量的氯或次氯酸钠，使废水中氨完全氧化为N₂的方法。当氯气通入废水中达到某一点，在该点时水中游离氯含量最低，而氨的浓度降为零。当Cl₂通入量超过该点时，水中的游离氯就会增多。因此，该点为折点。处理时所需的实际氯气量取决于温度、pH值及氨氮浓度。折点氯化法处理后的出水在排放前一般需用活性炭或与O₂进行反氯化，以去除水中残余的氯。在反氯化时产生的氢离子而引起的pH值下降一般可忽略，因为去除1mg残余氯只消耗2mg左右的碱(以CaCO₃计)。活性炭去除残余氯的同时还具有去除其他有机物的优点。此法效果好，不受水温影响，操作方便，但对于高浓度氨氮废水的处理运行成本很高。

化学沉淀法：化学沉淀法从20世纪60年代就开始应用于废水处理，随着对化学沉淀法的不断研究，发现化学沉淀法最好使用H₃PO₄和MgO。其基本原理是向NH₄ ⁺废水中投加Mg²⁺和PO₄ ^3-，使之和NH₄ ⁺生成难溶复盐MgNH₄PO₄6H₂O(简称MAP)结晶，再通过重力沉淀使MAP从废水中分离。这样可以避免往废水中带入其它有害离子，而且MgO还起到了一定程度的中和H⁺的作用，节约了碱的用量。经化学沉淀后，若NH₄ ⁺-N和PO₄ ^3-的残留浓度还比较高，则有研究建议化学沉淀放在生物处理前，经过生物处理后N和P的含量可进一步降低。产物MAP为圆柱形晶体，无吸湿性，在空气中很快干燥，沉淀过程中很少吸收有毒物质，不吸收重金属和有机物。另外，MAP溶解度随着pH的升高而降低；温度越低，MAP溶解度也越低。化学沉淀法可以处理各种浓度氨氮废水。其与生物法结合处理高浓度氨氮废水，暖气池不需达到硝化阶段，暖气池体积比硝化—反硝化法可以减小约一倍。

NH₄ ⁺-N在化学沉淀法中被沉淀去除，与硝化—反硝化法相比，能耗大大节省，反应也不受温度限制，不受有毒物质的干扰，其产物MAP还可用作肥料，可在一定程度上降低处理费用。但MAP沉淀法要广泛应用于工业废水处理，尚需解决以下两个问题：(1)寻找价廉高效的沉淀剂；(2)开发MAP作为肥料的价值。

物理法中，离子交换法的设备投资省，但操作复杂、处理高浓度废水的操作费用高。多效蒸发结晶法适合处理较高浓度的废水，但处理低浓度氯化铵废水很不经济。电渗析法适应于1000mg/L-5000mg/L的含铵离子的废水处理，超出这个浓度范围之外则效率不高，能耗剧增。

在化学法中，生化法的处理效果稳定，操作费用较低，但如果氯化铵废水浓度较高，超过10000mg/L，菌种将无法生存，生化处理将无法进行；加碱(或生石灰)浓缩并回收氨气工艺虽然可适应各种浓度的氯化铵废水，但存在着消耗高、反应不完全及存在二次污染等问题。

                                    发明内容

本发明针对现有的含铵废水进行处理方法的不足，提供了一种氯化铵废水零排放处理工艺。

在目前所使用的各类处理方法中，大多数的氯化铵废水的处理以达标排放为目标，对废水加以处理并且回用的处理方法很少。蒸发结晶法可实现废液中的氯化铵和水回收利用，但仅限于氯化铵浓度高于5％的废液，在氯化铵浓度低于5％时处理费用将大大增加而使企业无法承受。反渗透膜法处理氯化铵废水，设备投资适中、操作方便、适合中低浓度的氯化铵废水处理，因此这两种处理方法结合将大大拓宽氯化铵废水的可处理范围并实现废水的零排放。由此可见，使反渗透法和多效蒸发法结合再进行结晶是实现氯化铵废水零排放处理的最佳方案。

本发明包括以下几个工艺处理步骤：

(1).对氯化铵废水进行预处理；

(2).采用单级多段或多级多段反渗透工艺对氯化铵进行预浓缩；

(3).对反渗透产生的浓缩液用蒸发装置进行进一步浓缩；

(4).对蒸发装置产生的36-45％左右的氯化铵溶液进行冷却结晶生产氯化铵晶体，结晶母液脱钙、镁后返回蒸发过程。

经过上述工艺处理后可实现氯化铵废水的零排放，同时得到工业生产用水和氯化铵两种产品。

本氯化铵废水零排放处理新工艺的流程简图如附图1所示：(1)氯化铵溶液(或废液)由取水泵2从氯化铵原水池1中抽出，首先进入预处理装置3，使处理后的水质SDI＜3、浊度＜0.1NTU。(2)进入多级多段反渗透膜组4。反渗透膜组处理后的浓缩水氯化铵浓度可达到5-8％。反渗透膜组处理后的淡水(产品水)的含盐两低于10mg/L。(3)反渗透装置出来的浓缩出水，进入蒸馏蒸发装置5进一步浓缩至氯化铵浓度36-45％，蒸发的冷凝水和反渗透产品水一起供工业生产等使用。(4)进一步浓缩处理后的氯化铵浓缩液，至结晶装置6冷却结晶生产氯化铵，结晶母液经脱钙、镁装置7处理后返回蒸发装置，与反渗透膜组浓缩出水一起进入蒸发装置循环浓缩。

下面具体说明各工艺过程的实现：

1.预处理

对氯化铵废水进行预处理是反渗透工艺所要求的，预处理工艺所必须达到的处理指标为：SDI＜4，浊度＜0.1NTU。

预处理工艺应根据所处理的氯化铵废水水质情况进行设置，如废水的浊度大于10NTU，则从废水池取来的废水应先经过一个沉清池进行沉清过滤使废水的浊度小于10NTU然后再接正常的预处理设施。如废水的浊度小于10则可直接进入多介质过滤器过滤，经过多介质过滤器后浊度应小于5NTU，而后再进保安过滤器。也可采用其他预处理工艺，如：多介质过滤器接超滤器或管道过滤器接过滤精度50μm以下的自清洗过滤器再接超滤器等预处理工艺。

预处理装置排放水的处理：

为了实现废水的零排放，预处理装置的冲洗水或清洗水均不能直接排放，应进行相应处理后实现这些废水在装置内循环。这些冲洗水和清洗水包括：多介质过滤器冲洗水、自清洗过滤器的冲洗水、超滤器的冲洗水和清洗水。

多介质过滤器的冲洗水、自清洗过滤器的冲洗水、超滤器的冲洗水经过沉清池沉清后返回原水池。

超滤器清洗水的处理：超滤器的清洗水用一个清洗水储槽存放，清洗水循环使用，过一定时间(一般一个月)后清洗水经中和处理并过滤后排放，清洗水量很少且其中不含氨氮。

2.反渗透工艺

根据废水的初始浓度设置单级多段或多级多段反渗透处理工艺对废水进行与浓缩。具体设置方法可以参考“反渗透膜浓缩氯化铵废液的方法”的专利申请的工艺。为了实现零排放本处理工艺还需要对反渗透膜组的冲洗水及清洗水进行处理。

冲洗水的处理：反渗透膜组在停机时应用产品水进行冲洗以排出反渗透膜组中的浓溶液以保护反渗透膜。冲洗时排出的溶液中含氯化铵，不能直接排放，经保安过滤器过滤后返回原水池。

清洗水的处理：反渗透膜组运行一段时间后需要用酸和碱进行清洗，清洗液用一个储槽存放，清洗时用清洗水泵打循环。清洗后，清洗液经过中和处理并经过过滤后排放至排水沟。

反渗透工艺可处理的氯化铵废水浓度范围为：500mg/L-40000mg/L。经过反渗透处理的氯化铵废水其中浓废水的浓度可达5-8％。所产生的淡水(也叫产品水)的含盐量低于10mg/L，是优质脱盐水。

3.蒸发工艺

在本发明专利中，蒸发工艺起进一步浓缩氯化铵废液的作用。因为氯化铵溶液的沸点升在高浓度时较大，本发明的蒸发工艺一般采用三到四效蒸发。蒸发器的形式可采用水平管降膜蒸发器、垂直管降膜蒸发器、垂直管强制循环蒸发器等，要求蒸发器的传热系数高，因为氯化铵溶液的腐蚀性强，蒸发器通常采用钛材制造，如传热系数太低则会使蒸发器的造价太高。

本发明的蒸发工艺其首效的加热蒸汽温度设置为100-115℃，首效的蒸发温度为90-110℃，最后一效的蒸发温度为50-70℃。

蒸发工艺采用逆流或错流进料流程，采用逆流进料流程时：反渗透工艺来的氯化铵溶液先进最后一效(对三效蒸发而言为第三效，对四效蒸发而言是为第四效)然后依次向前，最后，浓缩液从首效排出。效与效之间氯化铵溶液采用效间泵输送。采用错流流程时：反渗透工艺来的氯化铵溶液先进中间效，然后向后到最后效，而后返回进料效的前一效，浓溶液最后从首效排出，逆流时采用效间泵输送，顺流时靠效间压差输送。采用上述流程的优点是浓溶液从首效排出可使氯化铵溶液达到尽可能高的浓度而不发生结晶。具体工艺流程参见实例的附图。

蒸发工艺所处理的氯化铵溶液，其进料为5-8％，最终浓缩产品的浓度为36-45％。

蒸发工艺所产生的凝结水经过冷却后再经过反渗透处理作为生产工艺用水。

4.结晶工艺

结晶工艺将蒸发工艺来的浓度高达36-45％的氯化铵溶液中的氯化铵经过冷却结晶再经过离心分离器后得到氯化铵结晶产品，结晶工艺产生的氯化铵母液返回到蒸发工艺继续蒸发浓缩。结晶工艺的冷却器采用带搅拌装置的夹套式冷却器。

本发明提出这种对化肥、纯碱、催化剂等生产过程中产生的含铵废水处理及利用新工艺，不仅可以达到氯化铵废水的零排放要求，而且可以得到两种产品，其一是可作为化肥使用的氯化铵晶体，其二是可达到工业生产使用要求的工艺用淡水，处理氯化铵含量从500mg/L-200000mg/L的废水。在解决环境问题的同时使废水资源得到了的充分利用。

                            附图说明

图1：本发明工艺流程图；

图2：反渗透工艺流程图；

图3：蒸发工艺流程图；

图4：结晶工艺流程图。

                            具体实施方式

某工厂有一2-3％的氯化铵废液需要回收利用，处理量为40m³/h，为实现该废水的零排放，我们推荐的方案为：先进行废液的膜法浓缩然后进行蒸发结晶实现废水的零排放。

2-3％的氯化铵废水先经过预处理装置1，预处理方案为管道过滤器和自清洗过滤器的连续超滤，预处理后废水的水质达到：SDI＜3，浊度＜0.1NTU。

预处理后，废水经高压泵2进入一级反渗透膜组，如图2所示：本级设计成两段，氯化铵废液先进入一级一段反渗透膜组11，其浓缩液经过能量回收装置8和一级二段膜组12的浓缩液交换能量实现能量回收，其压力可升高2MPa左右，这样设计的反渗透膜组可使水的回收率达到55-60％。本级两段反渗透膜组的产品水混合到一起作为本级反渗透装置的产品水。经过本级反渗透处理后，产品水的氯化铵浓度为250-350mg/L、流量为22-24m³/h，浓缩液的浓度为5-7.5％、流量为16-18m³/h。因为本级的产品水浓度太高，不符合工厂工艺用水氯化铵小于10mg/L的标准，因此有必要设计二级反渗透，一级反渗透膜组的产品水经过高压泵9进入二级反渗透膜组，本级也设计为两段，一级的产品水首先进入二级一段反渗透膜组13，一段的浓缩液再进入二级二段反渗透膜组14。本级的回收率设计为80％，本级浓缩液的含盐量为1250-1750mg/L，流量为4.4-4.8m³/h，产品水的含盐量为3-4mg/L，流量为17.6-19.2m³/h。膜法浓缩后的氯化铵废液收集到一个100m³的储液罐10。而后由蒸发工段的进料泵输送到蒸发工段。

蒸发工段设计一个带蒸汽压缩的三效蒸发装置，如图3所示。膜工段和结晶工段来的氯化铵溶液由进料泵20输送到蒸发装置的冷凝器19，在冷凝器中被预热，而后由效间泵22输送至第三效蒸发器18，在第三效浓缩后由效间泵23输送至第二效蒸发器17，废液在第二效蒸发器中浓缩后由效间泵24输送至第一效蒸发器16，在第一效中氯化铵溶液被浓缩到40-45％，而后由浓缩液泵25输送至结晶工段。蒸发工段的加热蒸汽来自蒸汽管网，压力为1.3MPa，由于管网来的蒸汽压力比所需蒸汽的压力0.045MPa高很多，我们设计了一个蒸汽喷射器用来将第一效的二次蒸汽压力提高至一效加热蒸汽压力。这样加热蒸汽从管网来后首先进入蒸汽喷射器15将部分一效的二次蒸汽加压后进入一效的加热室，在加热室中被冷凝为凝结水，管外的废液受热蒸发产生的二次蒸汽进入第二效作为加热蒸汽，这样第二效的二次蒸汽作为第三效的加热蒸汽，第三效的二次蒸汽在冷凝器中冷凝同时预热进入蒸发装置的废液。产生的不凝气由真空泵抽走。各效的凝结水由上一效向下一效汇集最后从冷凝器中由凝结水泵抽出，经冷却后进入膜处理工段。

本实例中蒸发器采用海水淡化用的水平管降膜蒸发器，如上所述还可采用垂直管降膜蒸发器和竖管强制循环蒸发器，蒸发器材质选用工业纯钛。整个蒸发器在真空下操作，真空由真空泵维持。每效蒸发器的传热面积为200m²。蒸发装置的操作温度为第一效蒸发器加热蒸汽温度为105-110℃，第三效的蒸发室温度为50-55℃，采用逆流进料。每效的有效平均传热温差为8℃。氯化铵废液经蒸发工段浓缩后浓度可达40-45％，流量为2-3吨。

蒸发浓缩后的氯化铵废液进入结晶工段进行冷却结晶和分离，结晶母液回到蒸发工段继续蒸发浓缩。结晶工段的流程如图4所示：由蒸发工段来的氯化铵浓缩液温度浓度约40-45％、温度为97-102℃，首先进入冷却槽26、冷却槽27、冷却槽28、冷却槽29，在冷却槽中将温度降低到30-40℃左右，同时会产生大量结晶，浓缩液的热量由冷却夹套中的循环冷却水带走，冷却水经凉水塔冷却后循环使用。带氯化铵结晶的溶液进入到离心机31和离心机32中离心分离将得到氯化铵晶体和结晶母液。氯化铵晶体进入到成品槽33和成品槽35，作为产品，结晶母液汇集到母液储槽34中再返回蒸发过程继续处理。结晶工段的流程图中蒸汽是用来清除冷却槽的排出口中的氯化铵结晶用的，风机30用来排除冷却槽中产生的蒸汽。

Claims (9)

1.一种氯化铵废水零排放处理工艺，包括以下步骤：

(1)对氯化铵原液预处理；使水质达到SDI＜3、浊度＜0.1NTU；

(2)反渗透膜浓缩过滤处理；采用单级多段或多级多段反渗透工艺对氯化铵进行预浓缩；

(3)蒸发浓缩处理；对反渗透产生的浓缩液用蒸发装置进行进一步浓缩；

(4)结晶处理；对蒸发装置产生的36-45％左右的氯化铵溶液进行冷却结晶生产氯化铵晶体，结晶母液脱钙、镁后返回蒸发装置。

2.如权利要求1所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的工艺步骤如下：

(1)氯化铵溶液或废液由取水泵(2)从氯化铵原水池(1)中抽出，首先进入预处理装置(3)，使处理后的水质SDI＜3、浊度＜0.1NTU；

(2)预处理后的水进入多级多段反渗透膜组(4)，反渗透膜组处理后的浓缩水氯化铵浓度达到5-8％；反渗透膜组处理后的淡水的含盐低于10mg/L；

(3)反渗透装置出来的浓缩出水，进入蒸馏蒸发装置(5)进一步浓缩至氯化铵浓度36-45％，蒸发的冷凝水和反渗透产品水一起供工业生产使用；

(4)进一步浓缩处理后的氯化铵浓缩液，至结晶装置(6)冷却结晶生产氯化铵，结晶母液经脱钙、镁装置(7)处理后返回蒸发装置，与反渗透膜组浓缩出水一起进入蒸发装置循环浓缩。

3.如权利要求1所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的预处理工艺根据所处理的氯化铵废水水质情况进行设置，废水的浊度大于10NTU，从废水池取来的废水先经过一个沉清池进行沉清过滤使废水的浊度小于10NTU然后再接正常的预处理装置；如废水的浊度小于10则可直接进入多介质过滤器或超滤器过滤，经过多介质过滤器后浊度小于5NTU，而后再进保安过滤器。

4.如权利要求3所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的预处理装置是多介质过滤器接保安过滤器或过滤精度50μm-100μm的自清洗过滤器再接超滤器的工艺方法。

5.如权利要求3所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的预处理装置的冲洗水或清洗水均不直接排放，多介质过滤器的冲洗水、自清洗过滤器的冲洗水、超滤器和反渗透膜组的冲洗水经过沉清池沉清后返回原水池；超滤器和反渗透膜组的清洗水分别用清洗水储槽存放，清洗水循环使用，清洗水经中和处理并过滤后排放。

6.如权利要求1所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的蒸发工艺采用三到四效蒸发；蒸发器的形式采用水平管降膜蒸发器、垂直管降膜蒸发器、垂直管强制循环蒸发器，蒸发器采用钛材制造；蒸发工艺是首效的加热蒸汽温度设置为100-115℃，首效的蒸发温度为90-110℃，最后一效的蒸发温度为50-70℃。

7.如权利要求6所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的蒸发方法采用逆流或错流进料流程，

采用逆流进料流程时：反渗透工艺来的氯化铵溶液先进最后一效，然后依次向前，最后，浓缩液从首效排出，效与效之间氯化铵溶液采用效间泵输送；

采用错流流程时：反渗透工艺来的氯化铵溶液先进中间效，然后向后到最后效，而后返回进料效的前一效，浓溶液最后从首效排出；

逆流时采用效间泵输送，顺流时靠效间压差输送。

8.如权利要求2所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的结晶工艺将蒸发工艺来的浓度高达36-45％的氯化铵溶液中的氯化铵经过冷却结晶再经过离心分离器后得到氯化铵结晶产品，结晶工艺产生的氯化铵母液返回到蒸发工艺继续蒸发浓缩；结晶工艺的冷却器采用带搅拌装置的夹套式冷却器。

9.如权利要求2所述的一种氯化铵废水零排放处理工艺，其特征是所述的是处理氯化铵含量从500mg/L-200000mg/L的废水。

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